JP2011529434A - 二酸化炭素及び水素の分離 - Google Patents

Abstract

ＣＯ_２液化プラントにおいて合成ガス流を富水素（Ｈ_２）蒸気流及び液体二酸化炭素（ＣＯ_２）流に分離するプロセスであって、（Ａ）１０〜１２０ｂａｒｇの範囲の圧力を有する合成ガス流を、ＣＯ_２液化プラントの圧縮システムに供給し、それによりその圧力を１５０〜４００ｂａｒｇに増加させ、その結果生じる高圧（ＨＰ）合成ガス流を外部冷却材で冷却して圧縮熱の少なくとも一部分を除去するステップ；（Ｂ）ＨＰ合成ガス流を、後に本プロセスで生成される複数の冷媒流と熱交換させながら熱交換器システムに通すことにより、ＨＰ合成ガス流を−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却するステップ；（Ｃ）ステップ（Ｂ）で形成された冷却されたＨＰ合成ガス流を、熱交換器システムと実質的に同じ圧力で稼動される気液分離器容器に直接的又は間接的のいずれかで送り、高圧（ＨＰ）富水素蒸気流を分離器容器の最上部から取り出し、液体ＣＯ_２流を分離器容器の底部から取り出すステップ；及び（Ｄ）ステップ（Ｃ）からのＨＰ富水素蒸気流をターボ膨張システムに供給し、そこで富水素蒸気流が直列ターボ膨張器の各々において等エントロピー膨張にかけられ、そのため富水素蒸気流が、直列ターボ膨張器から低減された温度及び連続的に低減された圧力で取り出され、直列ターボ膨張器の各々における富水素蒸気の等エントロピー膨張が動力を発生させ、それによりＣＯ_２液化プラントの構成部分である機械を駆動し、及び／又は発電機のオルタネータを駆動するステップを含むプロセス。
【選択図】なし

Description

本発明は、水素及び二酸化炭素を含む合成ガス流から濃縮形態の二酸化炭素及び水素を回収し、それにより化学プロセスに使用されてもよく、又は隔離されてもよく、又は最終的に隔離される前に石油高次回収に使用されてもよい二酸化炭素流と、発電所用燃料として使用されてそれにより発電してもよく、又は加熱炉の低圧バーナーの燃料として使用されてもよく、又は改質炉若しくはボイラーの燃料として使用されてもよく、又は１つ若しくは複数の精製所流を改良するための精製所供給流として使用されてもよく、又は化学プロセスの水素供給として使用されてもよい富水素流とを生成することに関する。

米国特許第３，６１４，８７２号明細書は、シフト化合成ガス（ｓｈｉｆｔｅｄ ｓｙｎｔｈｅｓｉｓ ｇａｓ）供給流を富二酸化酸素生成物流及び富水素産生成物流に分離するための自己冷却プロセスであって、
（１）シフト化合成ガス供給流を、複数の個別の冷却帯での非接触向流熱交換により超大気圧（ｓｕｐｅｒａｔｍｏｓｐｈｅｒｉｃ ｐｒｅｓｓｕｒｅ）下で段階的に冷却し、個別の冷却帯の各々では、後にこのプロセスで生成される組成が異なる冷却材の１つ又は２つの流動が、合成ガス供給の１つの流れと熱交換しながら通過し、それにより合成ガス供給流を、合成ガス供給流の圧力における露点より低い温度に冷却し、個別の冷却帯の少なくとも１つでは、合成ガスが分離流で流動し、それらの各分離流は、組成が異なる別々の生成物流により互いの熱交換から冷却され、液化富二酸化炭素生成物流及び気体富水素生成物流が気液分離帯で分離されるステップ；
（２）前記液化富二酸化炭素生成物流の少なくとも一部分を（１）の分離帯から取り出し、実質的に前記分離帯から取り出される温度で膨張させ、前記膨張部分を、前記冷却材流の１つとして前記分離帯より低い圧力で（ａ）の少なくとも１つの冷却帯に通して、前記分離帯の温度より高い温度で気相である（１）から出てくる富二酸化炭素生成物流を取り出すステップ；
（３）（ａ）の分離帯からの前記気体富水素生成物流の少なくとも一部分を取り出し、同時に、前記部分を前記他の冷却材流として、（２）で前記第１の冷却材流により冷却された任意の冷却帯とは別々で異なる（ａ）の少なくとも１つの分離帯に通すステップ、及び
（４）前記分離帯の温度より高い温度で（３）から気体富水素生成物流を取り出すステップを含む方法に関する。

米国特許第３，６１４，８７２号明細書の記述によると、乾燥供給ガスは、圧力が実質的に約１４００ｐｓｉｇ（９６．５ｂａｒｇ）のである初期ライン圧力でシステムの分離部分に進入する。始動時には、背圧弁２０が閉じられており、分離器１９の最上部からの富水素生成物流は、膨張弁を通過することにより圧力が１４００ｐｓｉｇ〜約１４０ｐｓｉｇ（９．６５ｂａｒｇ）に低減されることも記載されている。バルブを通過して膨張することにより、このガス流の温度は、固形物を形成せずに−７８°Ｆに低下する。その後、冷却された富水素生成物ガスは、冷却器１３で内部冷媒として使用される。圧縮された富水素生成物が、バルブを通って定エンタルピーで膨張する代りに、定エントロピーで膨張する場合、すなわちガスが、膨張機関を稼動させるか又はターボ発電機のローターを作働させるために製作される場合、より高い冷却効率が可能であることも記載されている。しかしながら、始動後は、冷媒を−７８°Ｆの温度で冷却器１３に供給することが、もはや必要ではない場合がある。従って、富水素生成物ガスは、膨張弁を迂回し、約−５５〜−６５°Ｆの温度で冷却器１３に導入されてもよい。このスキームは、かつては発生していた膨張弁前後の大きな圧力損失を回避すると記載されている。

合成ガス流を圧縮システムで１５０〜４００ｂａｒｇの範囲の圧力に加圧し、その後圧縮された合成ガス供給流を、後に本プロセスで生成される複数の内部冷媒流と熱交換させながら熱交換器システムに通すことにより、熱交換器システムから出てくる高圧合成ガス流を、−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却することができることが本明細書で見出された。熱交換器システムから出てくる冷却された高圧（ＨＰ）合成ガスは、気液分離器容器において、熱交換器システム及び分離器容器前後の無視できる程度の圧力損失で分離することができ、それによりＨＰ富水素蒸気流及びＨＰ液体二酸化炭素流が形成され、この分離は、合成ガス供給流から７５％〜９５％のＣＯ_２捕捉を達成することも見出された。富水素蒸気流は、直列に配置された複数のターボ膨張器（ｔｕｒｂｏｅｘｐａｎｄｅｒ）を備えるターボ膨張器システムに、ＨＰ富水素蒸気流を通すことにより、任意の所望の圧力に圧力を低下させることができることも見出された。特に、富水素蒸気流は、発電所のガスタービンの燃焼器用に所望の燃料ガス供給圧で取得することができる（例えば、３０ｂａｒｇの圧力）。直列ターボ膨張器の各々から出てくる膨張した富Ｈ_２蒸気流を、内部冷媒流として使用し、それにより熱交換器システムに冷却負荷の大部分を提供すことができることも見出された。好ましくは、ターボ膨張器における富Ｈ_２蒸気の膨張を使用して、圧縮器システムの圧縮器（複数可）のローター又はシャフトを駆動するか、又はターボ発電機のローター又はシャフトを駆動することができ、それにより、５６ｍｏｌ％の水素及び４３ｍｏｌ％のＣＯ_２を含有する合成ガスを２８，０００ｋｍｏｌ／時間で処理する場合、合成ガス流を富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流に分離するために、３０ＭＷ未満の、好ましくは２５ＭＷ未満の正味消費電力を達成することができる。

従って、本発明によると、（ａ）少なくとも１つの圧縮器を備える圧縮システム、（ｂ）熱交換器システム、（ｃ）気液分離器容器、及び（ｄ）直列に配置された複数のターボ膨張器を備えるターボ膨張システムを備えるＣＯ_２液化プラントにおいて、合成ガス流を、富水素（Ｈ_２）蒸気流及び液体二酸化炭素（ＣＯ_２）流に分離するためのプロセスであって、
（Ａ）１０〜１２０ｂａｒｇの範囲の圧力を有する合成ガス流を、ＣＯ_２液化プラントの圧縮システムに供給して、合成ガスの圧力を１５０〜４００ｂａｒｇの範囲の圧力に増加させ、その結果生じる高圧（ＨＰ）合成ガス流を外部冷却材及び随意に外部冷媒で冷却して、圧縮熱の少なくとも一部分を除去するステップ、
（Ｂ）ＨＰ合成ガス流を複数の内部冷媒流と熱交換させながら熱交換器システムに通すことにより、ステップ（Ａ）で形成されたＨＰ合成ガス流を−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却し、内部冷媒流が、低温富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流からなる群から選択されるステップ、
（Ｃ）ステップ（Ｂ）で形成された冷却されたＨＰ合成ガス流を、熱交換器システムと実質的に同じ圧力で稼動される気液分離器容器に直接的又は間接的のいずれかで送り、高圧（ＨＰ）富水素蒸気流を分離器容器の最上部又は最上部付近から取り出し、高圧（ＨＰ）液体ＣＯ_２流を分離器容器の底部又は底部付近から取り出すステップ、及び
（Ｄ）ステップ（Ｃ）からのＨＰ富水素蒸気流をターボ膨張システムに供給し、そこで富水素蒸気流が、直列ターボ膨張器の各々において等エントロピー膨張にかけられ、そのため富水素蒸気流が、低減された温度及び連続的に低減された圧力で直列ターボ膨張器から取り出され、直列ターボ膨張器の各々における富水素蒸気の等エントロピー膨張が動力を発生させ、それによりＣＯ_２液化プラントの構成部分である機械を駆動し、及び／又は発電機のオルタネータを駆動するステップを含むプロセスが提供される。

ステップ（Ｄ）でターボ膨張器により駆動される機械は、好ましくは圧縮システムの圧縮器及び／又はポンプ（例えば、液体ＣＯ_２又は超臨界ＣＯ_２の吸入排出用）である。ターボ膨張器を使用して発電機のオルタネータを駆動する場合、電力は、好ましくはＣＯ_２液化プラントの１つ又は複数の構成部分に動力を供給するために使用される。

好ましくは、ステップ（Ｂ）で形成される冷却されたＨＰ合成ガス流は、少なくとも１つの深冷分離段階を備える深冷分離システムに送られ、深冷分離段階（複数可）は、外部冷媒及び気液分離器容器を使用する熱交換器で構成される。従って、本発明のステップ（Ｃ）で使用される気液分離器容器は、外部冷媒を使用する単一深冷分離段階の気液分離器容器、又は深冷分離段階が各々外部冷媒を使用し連続的により低い温度で稼動される一連の深冷分離段階の最終気液分離器容器のいずれでもよい。

本発明のプロセスの利点は、少なくとも７５％、好ましくは少なくとも９０％、より好ましくは少なくとも９５％の二酸化炭素が合成ガス供給流から分離されることであり、二酸化炭素捕捉レベルは、ＨＰ合成ガス流の圧力、及びステップ（Ｂ）で形成される冷却合成ガス流が外部冷媒で極低温冷却にかけられるかどうかに依存する。従って、ステップ（Ｂ）で形成される冷却ＨＰ合成ガス流が、外部冷媒で極低温冷却にかけられずに気液分離器容器に直接的に送られる場合、７５〜８５％のＣＯ_２を合成ガス供給流から捕捉することができる（ＣＯ_２捕捉レベルは、合成ガス供給流の圧縮が増加すると共に増加する）。当業者であれば、ＣＯ_２捕捉レベルは、合成ガス供給流の圧縮が１５０ｂａｒｇの最低圧力を超えて増加すると共に増加することを理解するだろう。当業者であれば、ＣＯ_２捕捉レベルは、ＨＰ合成ガス供給流が熱交換器システム及び随意に深冷分離システムで冷却される温度に依存することになることを理解するだろう。

本発明の更なる利点は、典型的には、少なくとも９８％、好ましくは少なくとも９９％、より好ましくは少なくとも９９．５％、特に少なくとも９９．８％の水素が、富Ｈ_２蒸気流に回収されることである。本発明のプロセスのなお更なる利点は、ステップ（Ｃ）で分離される富水素蒸気流が、発電所の少なくとも１つのガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）用の最低燃料ガス供給圧（入口圧力）を実質的に超える圧力であるということである。従って、ＨＰ富水素蒸気流の圧力は、ステップ（Ｄ）において、一連のターボ膨張器においてＨＰ富水素蒸気流を等エントロピー的に膨張させることにより、ガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）用の所望の入口圧力に低減することができ、それによりステップ（Ｂ）でＨＰ合成ガス供給流を冷却するために使用することができる低温富Ｈ_２蒸気流（内部冷媒流）を提供することができる。加えて、直列ターボ膨張器の各々における富水素蒸気流の等エントロピー膨張は、圧縮システムの圧縮器（複数可）を駆動するために、及び／又は発電機の少なくとも１つのオルタネータを駆動して、それにより本プロセスで使用するための電力を発生させるために（例えば、圧縮システムの１つ又は複数の電動圧縮器の稼動させるために）、及び／又はポンプを駆動するために（例えば、液体ＣＯ_２又は超臨界ＣＯ_２流の吸入排出用に）使用することができる。従って、ターボ膨張器を使用して圧縮エネルギーの大部分を回収することができ、それにより本プロセスの全体的なエネルギー効率を増加させることができる。しかしながら、エネルギー損失があり、圧縮システムの圧縮器を稼動するのに追加的動力が必要となることが認識される。富水素蒸気流が異なる目的、例えば加熱炉の低圧バーナーの燃料として、又は改質炉若しくはボイラーの燃料として、又は１つ若しくは複数の精製所流を改良するための精製所供給流として、又は化学プロセスへの水素供給として使用される場合、ＨＰ富水素蒸気流を、ガスタービンの燃焼器の入口圧力より低い圧力に膨張させることができることも認識される。

合成ガス供給流は、ガス化炉の石油コークス又は石炭等の固体燃料から、又は改質炉のガス状炭化水素供給材料から生成することができる。ガス化炉又は改質炉からの合成ガスは、大量の一酸化炭素を含有している場合がある。従って、富水素蒸気流の所望の組成に応じて、合成ガスをシフト変換器ユニット（ｓｈｉｆｔ ｃｏｎｖｅｒｔｅｒ ｕｎｉｔ）で処理して、合成ガス流に含有されている一酸化炭素の実質的に全てを、水性ガスシフト反応（ＷＧＳＲ）によりシフト触媒（ｓｈｉｆｔ ｃａｔａｌｙｓｔ）で二酸化炭素に変換することができる。
ＣＯ＋Ｈ_２Ｏ→ＣＯ_２＋Ｈ_２

シフト変換器ユニットは、シフト触媒を含有する単一のシフト反応器（ｓｈｉｆｔ ｒｅａｃｔｏｒ）であってもよい。しかしながら、シフト変換器ユニットは、高温シフト触媒を含有する高温シフト反応器、及び低温シフト触媒を含有する低温シフト反応器を備えることが好ましい。水性ガスシフト反応は発熱性であり、その結果としてシフト変換器ユニット全体にわたる著しい温度上昇がもたらされる。従って、シフト変換器ユニットは、シフト化合成ガス流の一部分を連続的に除去し、１つ又は複数のプロセス流、例えばボイラー供給水又は蒸気（過加熱蒸気の生成用）との熱交換によりこの流動を冷却することにより冷却することができる。シフト変換器ユニットから出てくる合成ガスは、主として水素、二酸化炭素、及び蒸気、並びに少量の一酸化炭素及びメタンを含む。合成ガスが十分に高ＣＯ_２含有量である場合、シフト変換ステップは省略されてもよく、その場合、合成ガスは、主として水素、二酸化炭素、一酸化炭素、及び蒸気、並びに少量のメタンを含む。

典型的には、合成ガス流は、ＣＯ_２液化プラントの上流で、少なくとも１つの冷却プロセス流との熱交換により３０〜５０℃の範囲の温度に、例えば約４０℃に冷却され、凝縮液（主に水で構成される）に凝縮する典型的には、低温プロセス流は、合成ガスの生成中に使用されるプロセス流である。その後、凝縮液は、冷却された合成ガス供給流から、例えば凝縮液ドラム（ｃｏｎｄｅｎｓａｔｅ ｄｒｕｍ）において分離される。

合成ガス流が、ガス化炉で石油コークス又は石炭のガス化により形成される場合、ガス化炉から出てくる合成ガスは、不純物として少量の硫化水素（Ｈ_２Ｓ）も含むことになる（酸性合成ガス）。Ｈ_２Ｓ不純物は、シフト変換器ユニットにおいてＣＯＳと蒸気との反応により形成される。このＨ_２Ｓは、例えば、吸収塔でＨ_２Ｓを酸性合成ガスから選択的に吸収することにより、ＣＯ_２液化プラントの上流で捕捉することができる。典型的には、Ｓｅｌｅｘｏｌ（商標）（ポリエチレングリコールのジメチルエーテル混合物）を吸収剤として使用することができる。捕捉されるＨ_２Ｓは全て、クラウス法を使用して硫黄元素に、又は工業用強度の硫酸のいずれかに変換することができる。或いは、酸性合成ガス流は、本発明のＣＯ_２液化プラントに供給することができ、そこでＨ_２Ｓの大部分が液体ＣＯ_２相に分配され、従ってＣＯ_２と共に隔離することができる。典型的には、合成ガス供給流に含有されるＨ_２Ｓの９５％超が、液体ＣＯ_２相に分配される。最終富Ｈ_２蒸気流中の残留Ｈ_２Ｓは全て、吸着剤床、例えば酸化亜鉛床に最終富Ｈ_２蒸気流を通すことにより、又は好適な液体吸収剤を使用するスクラバーに最終富Ｈ２蒸気流を通すことにより、ＣＯ_２液化プラントの下流で除去することができる。吸収床前後での圧力損失は最低限であり、例えば０．５ｂａｒ未満の圧力損失である。

合成ガス中の水分は全て凍結し、プラントの閉塞を引き起こす可能性があるため、合成ガス供給流は、好ましくは、凝縮液（上記を参照）を全て除去した後、ＣＯ_２液化プラントに送られる前に乾燥される。合成ガス流は、モレキュラーシーブ床、又は選択的に水を吸収する溶媒、例えばトリエチレングリコールを使用する吸収塔を通過させることにより乾燥することができる。好ましくは、乾燥合成ガス流は、１ｐｐｍ未満の水分含有量を有する（モルベースで）。

典型的には、乾燥合成ガスは、少なくとも４０モル％のＨ_２、好ましくは少なくとも５０モル％のＨ_２、特に５５〜６０モル％のＨ_２を含む。

その後、合成ガス流は、１０〜１２０ｂａｒｇ、好ましくは２０〜９５ｂａｒｇ、より好ましくは４０〜７５ｂａｒｇ、特に４０〜６０ｂａｒｇの範囲の圧力で、ＣＯ_２液化プラントの圧縮システムに供給される。合成ガスがＣＯ_２液化プラントの圧縮システムに供給される温度は、重要ではない。しかしながら、合成ガス流は、２５〜５０℃、例えば３０〜４０℃の範囲の温度で、ＣＯ_２液化プラントの圧縮システムに供給されることが好ましい。その後、合成ガス流は、圧縮システムにおいて、１５０〜４００ｂａｒｇ、好ましくは１７５〜３６０ｂａｒｇ、より好ましくは２５０〜３６０ｂａｒｇ、より好ましくは３００〜３６０ｂａｒｇ、特に３３０〜３６０ｂａｒｇの範囲の圧力に圧縮される。好ましくは、圧縮システムは、直列に配置された複数の圧縮器を備える多段圧縮器システムである。しかしながら、合成ガス流がより低圧に、例えば１５０〜２００ｂａｒｇ、好ましくは１５０〜１８０ｂａｒｇの範囲の圧力に圧縮される場合、単段式の圧縮を使用してもよい。従って、多段圧縮システムは、圧縮システムからより高い排出圧力が必要な場合に好ましく、圧縮システムからの排出圧力がより低くてよい場合には随意である。一般的に、圧縮システムの圧縮器（複数可）は、電動モーター、ガスタービン、又は蒸気タービンにより駆動することができるシャフトに取り付けられる。或いは、圧縮システムの圧縮器（複数可）及びターボ膨張システムのターボ膨張器は、共通のシャフトに取り付けられてもよく、そのためターボ膨張器における富水素蒸気の等エントロピー膨張は、圧縮器（複数可）を駆動するために使用される。

本発明のプロセスで使用するための典型的な多段圧縮システムは、少なくとも１つの低圧（ＬＰ）圧縮器、好ましくは共通の駆動シャフトに取り付けられた２つ又は３つのＬＰ圧縮器、及び少なくとも１つの高圧（ＨＰ）圧縮器、好ましくは更なる共通の駆動シフトに取り付けられた１つ又は２つのＨＰ圧縮器を備える（駆動シャフトはギアシステムにより接続されていてもよい）。ＬＰ及びＨＰ圧縮器は直列で配置される。当業者に周知であるように、圧縮効率の増加は、直列圧縮器全体の圧縮負荷のバランスを保つことにより達成される。従って、連続した直列圧縮器間の圧縮比は、実質的に同じであることが好ましい。

典型的には、圧縮ＨＰ合成ガス流は、熱交換器システムに送られる前に、少なくとも部分的に、好ましくは実質的に全ての圧縮熱を除去するために冷却され、それにより熱交換器システムの冷却負荷を低減する。圧縮が単段階である場合、少なくとも圧縮熱の一部分は、ＨＰ合成ガス流を外部冷却材及び／又は外部冷媒と熱交換させながら圧縮システムの少なくとも１つの熱交換器に通すことにより、ＨＰ合成ガスから除去される。圧縮が複数段階である場合、多段圧縮システムは、少なくとも１つの中間熱交換器を備えていることが好ましく、そこで圧縮ガスは、次の直列圧縮器に送られる前に外部冷却材及び／又は冷媒で冷却される。好ましくは、中間熱交換器は、直列圧縮器の各々の間に備えられる。多段圧縮システムは、圧縮の最終段階後にも少なくとも１つの熱交換器を備えており、そこでＨＰ合成ガス流は、熱交換器システムに送られる前に外部冷却材及び／又は外部冷媒で冷却される。典型的には、圧縮の最終段階からの圧縮ＨＰ合成ガス流は、熱交換器システムに送られる前に、外部冷却材と熱交換しながら第１の熱交換器を通過し、その後外部冷媒と熱交換しながら第２の熱交換器を通過する。圧縮システムの熱交換器（複数可）で使用するための好適な外部冷却材には、空気、水、又はステップ（Ｃ）で形成される富Ｈ_２蒸気流若しくは本発明のプロセスから排出される最終富Ｈ_２蒸気流等の低温プロセス流が含まれる。圧縮システムの熱交換器で使用するための好適な外部冷媒には、プロパン、プロペン、及びアンモニアが含まれる。

圧縮システムから出てくるＨＰ合成ガスが外部冷媒と熱交換されなかった場合、ＨＰ合成ガスは、典型的には、２０〜５０℃、特に２５〜４０℃の範囲の温度で圧縮システムから出てくる。圧縮システムから出てくるＨＰ合成ガスが外部冷媒と熱交換された場合、ＨＰ合成ガスは、典型的には、０〜−３０℃、特に０〜−１０℃の範囲の温度で圧縮システムから出てくる。

その後、ＨＰ合成ガス流は、ＣＯ_２液化プラントの熱交換器システムに通され、ＨＰ合成ガス流は、複数の内部冷媒流、つまり後に本プロセスで生成される低温プロセス流で冷却される。内部冷媒流は、低温富水素蒸気流（複数可）、特にターボ膨張システムのターボ膨張器からの膨張した低温富水素蒸気流（複数可）、及び液体ＣＯ_２流（複数可）から選択することができる。典型的には、ＨＰ合成ガス流は、熱交換器システムにおいて、−１５〜−５５℃、好ましくは−２５〜−５０℃、例えば−３５〜−４０℃の範囲の温度に冷却される。典型的には、熱交換器システム前後の圧力損失は最低限であり、例えば１．５ｂａｒ未満、好ましくは１．０ｂａｒ未満の圧力損失である。

典型的には、熱交換器システムは、少なくとも１つのマルチチャネル熱交換器を備えており、ＨＰ合成ガス流は、マルチチャネル熱交換器の更なるチャネルを通過する複数の内部冷媒流と熱交換しながら、マルチチャネル熱交換器のチャネルを通過する。マルチチャネル熱交換器の代表的な例には、米国特許第６６２２５１９号明細書、国際公開第２００４／０１６３４７号パンフレット、欧州特許第２１２８７８号明細書、及び欧州特許第２９２２４５号明細書に記載のものが含まれ、これらの開示は参照により本明細書に組み込まれる。圧縮システムの熱交換器においてＨＰ合成ガス流を外部冷媒で予冷却する代わりに、１つ又は複数の外部冷媒流をマルチチャネル熱交換器のなお更なるチャネルに通して、それによりＨＰ合成ガス流に付加的な冷却負荷を提供できることが起想される。好ましくは、ＨＰ合成ガス流は、内部冷媒流及び随意に外部冷媒流（複数可）と向流方向でマルチチャネル熱交換器に通される。好ましくは、熱交換器システムは、直列に配置された複数の冷却段階を備えており、直列段階の各々は、（ｉ）単一のマルチチャネル熱交換器、又は（ｉｉ）平行に配置された複数のマルチチャネル熱交換器、例えば平行に配置された２つ又は３つのマルチチャネル熱交換器のいずれかを備える。典型的には、熱交換器システムは、直列に配置された３つの冷却段階を備えており、内部冷媒流及び随意に外部冷媒流（複数可）が、連続した直列段階の各々に連続してより低い温度で供給される。好ましい熱交換器システムでは、第１の冷却段階は、平行に配置された２つの単経路（ｓｉｎｇｌｅ−ｐａｓｓ）マルチチャネル熱交換器を備えており、第２の冷却段階は、平行に配置された３つの３経路マルチチャネル熱交換器を備えており、第３の冷却段階は、１つの４経路マルチチャネル熱交換器を備える。従って、ＨＰ合成ガス流は、熱交換器システムの段階を通過する際に分割及び再合流され、それにより内部冷媒流及び／又は外部冷媒流（複数可）との熱交換を最適化する。しかしながら、複数のマルチチャネル熱交換器の代替的配置を採用してもよい。

或いは、熱交換器システムは、複数の冷却段階を備えていてもよく、各冷却段階は単一の独立型熱交換器又は並行に配置された複数の独立型熱交換器のいずれかを備える。従って、ＨＰ合成ガス流は、連続した冷却段階の各々の独立型熱交換器（複数可）に連続してより低い温度で供給される複数の内部冷媒流及び随意に外部冷媒流との熱交換により、熱交換器システムの冷却段階を通過する際に冷却される。ＨＰ合成ガス流は、独立型熱交換器に供給される内部冷媒流及び随意に外部冷媒流（複数可）と向流方向で独立型熱交換器に通されることが好ましい。

熱交換器システムは、マルチチャネル型及び独立型熱交換器を両方とも備えることができることも起想される。従って、熱交換器システムは、直列に配置された複数の冷却段階を備えていてもよく、各冷却段階は、（ｉ）単一のマルチチャネル熱交換器、又は（ｉｉ）単一の独立型熱交換器、又は（ｉｉｉ）平行に配置された複数のマルチチャネル熱交換器及び／若しくは複数の独立型熱交換器を備える。

熱交換器システムのマルチチャネル熱交換器（複数可）は、ろう付けアルミニウムプレートフィン熱交換器、又は拡散接合熱交換器（例えば、Ｈｅａｔｒｉｃ社により供給されるようなプリント回路熱交換器（ＰＣＨＥ）等の液化天然ガスを生成するプロセスで使用されるタイプであってもよい。或いは、マルチチャネル熱交換器（複数可）は、多ボディ多管円筒型熱交換器（ｍｕｌｔｉｐｌｅ ｂｏｄｙ ｓｈｅｌｌ ａｎｄ ｔｕｂｅ ｈｅａｔ ｅｘｃｈａｎｇｅｒ）であってもよく、それは、（ａ）熱交換器のシェルが複数の区画を備えており、ＨＰ合成ガス流が管を通過し、内部冷媒流又は外部冷媒流が、管を流れるＨＰ合成ガスと熱交換しながらシェルの各区画を通過する熱交換器のシェルに配置された管、又は（ｂ）シェルが単一の区画を備えており、ＨＰ合成ガスがその区画を通過し、内部冷媒流又は外部冷媒流が、シェルの単一の区画を通って流れているＨＰ合成ガスと熱交換しながら管の各々を通過する熱交換器のシェルに配置された複数の管のいずれかを備える。従って、「チャネル」という用語は、ろう付けアルミニウムプレートフィン熱交換器又は拡散接合熱交換器のプレートと、多ボディ多管円筒型熱交換器の区画（複数可）及び管（複数可）との間で形成されるチャネルも包含する。

圧縮システムの独立型熱交換器（複数可）は、多管円筒型（単一ボディ多管円筒型熱交換器）であってもよく、ＨＰ合成ガス流は管側を通過し、内部冷媒流又は外部冷媒流は熱交換器のシェル側を通過するか、又はその逆である。しかしながら、ＨＰ合成ガス流を予冷却するために独立型熱交換器を使用するプロセスは、本発明のステップ（Ｂ）でＨＰ合成ガス流を全体的に又は部分的に冷却するためにマルチチャネル熱交換器を使用するプロセスと比較して、効率が低減する場合がある。

熱交換器システムから出てくる冷却されたＨＰ合成ガス流は、液相及び気相で構成される二相流である。固体ＣＯ_２が形成される値よりも高い温度を維持しなければならないため、ＨＰ合成ガス流を熱交換器システムで冷却することができる温度には制限がある。これは、典型的には−５６℃の温度で生じるが（純粋なＣＯ_２の三重点は、５．１８ｂａｒ及び−５６．４℃の温度である）、Ｈ_２が存在するとこの凝固点は降下する場合がある。複数の内部冷媒流との熱交換により熱交換器システムで達成される冷却の量は、ターボ膨張システムで達成される等エントロピー的に膨張した富水素蒸気流の冷却の量に依存し、それは、ひいてはステップ（Ｃ）で形成されるＨＰ富水素蒸気流の圧力、及びステップ（Ｄ）のターボ膨張システムの最終ターボ膨張器から出てくる富Ｈ_２蒸気流の圧力に依存するするだろう。ターボ膨張システムのターボ膨張器により発生する電力量は、富水素蒸気をターボ膨張システムにおける等エントロピー膨張にかける程度にも依存し、それは、ステップ（Ｃ）で形成される富Ｈ_２蒸気流の圧力、及びステップ（Ｄ）のターボ膨張システムの最終ターボ膨張器から出てくる富Ｈ_２蒸気流の圧力にも依存するだろう。

熱交換器システムからの冷却された合成ガス流は、好ましくは熱交換器システムと実質的に同じ圧力で稼動される気液分離器容器に直接的に通すことができる。従って、分離器容器前後の圧力損失は、典型的には、０．１〜５ｂａｒ、好ましくは０．１〜１ｂａｒ、特に０．１〜０．５ｂａｒの範囲にある。従って、ＨＰ富水素気相は、気液分離器容器の最上部又は最上部付近から取り出されてターボ膨張器システムに送られ、一方でＨＰ液体ＣＯ_２流は、気液分離器容器の底部又は底部付近から取り出される。必要に応じて、ＨＰ液体ＣＯ_２流の圧力は、液体ＣＯ_２生成物流の所望の排出圧力に低減される（下述のように）。

比較的高い炭素捕捉レベル、例えば、９０％を超える、好ましくは９５％を超える合成ガス供給流からのＣＯ_２捕捉（合成ガス供給流のモル組成に基づく）が所望であり、ＨＰ合成ガスの十分な冷却が、圧縮システム及び熱交換器システムで達成されなかった場合、熱交換器システムから出てくる冷却されたＨＰ合成ガスを、ＣＯ_２液化プラントの深冷分離システムに送ることができ、この深冷分離システムは少なくとも１つの深冷分離段階を備える。深冷分離段階（複数可）は、外部冷媒及び気液分離器容器を使用する熱交換器を備える。深冷分離システムは、深冷分離段階（複数可）の前後でいかなる大幅な圧力低下も起こさずに稼動される。深冷分離システムが単一深冷分離段階を備えている場合、ＨＰ富水素蒸気流及びＨＰ液体ＣＯ_２流は、（ｉ）熱交換器システムから出てくる冷却されたＨＰ合成ガスを単一深冷分離段階の熱交換器に通して、そこでＨＰ合成ガスを外部冷媒で冷却すること、（ｉｉ）その結果生じる冷却されたＨＰ流を単一深冷分離段階の分離器容器に送り、そこで富Ｈ_２気相を液体ＣＯ_２相から分離すること、及び（ｉｉｉ）ＨＰ富水素蒸気流及びＨＰ液体ＣＯ_２流を、単一深冷分離段階の分離器容器から取り出すことにより形成される。単一深冷分離段階を使用して所望の二酸化炭素捕捉レベルを達成することができない場合、ＨＰ富水素蒸気流及び複数のＨＰ液体ＣＯ_２流は、（ｉ）熱交換器システムから出てくる冷却されたＨＰ合成ガスを、多段深冷分離システムの第１の熱交換器に通して、そこでＨＰ合成ガスを外部冷媒で冷却すること、（ｉｉ）その結果生じる冷却されたＨＰ流を、第１の深冷分離段階の分離器容器に通して、そこで富Ｈ_２気相を液体ＣＯ_２相から分離すること、（ｉｉｉ）ＨＰ富水素蒸気流及びＨＰ液体ＣＯ_２流を、第１の深冷分離段階の分離器容器から取り出すこと、（ｉｖ）ＨＰ富水素蒸気流を更なる深冷分離段階の熱交換器に通して、そこでＨＰ富水素蒸気流を更なる外部冷媒でその露点未満に冷却し、それにより冷却された二相流を形成すること、（ｖ）冷却された二相流を更なる深冷分離段階の分離器容器に通して、そこで富水素気相を液体ＣＯ_２相から分離すること、（ｖｉ）富水素蒸気流及びＨＰ液体ＣＯ_２流を更なる深冷分離段階の分離器容器から取り出すこと、及び（ｖｉｉ）必要に応じて、所望のＣＯ_２捕捉が達成されるまで、ＨＰ富水素蒸気流を１つ又は複数の更なる深冷分離段階に通すことによりステップ（ｉｖ）〜（ｖｉ）を繰り返すことにより形成される。従って、ＨＰ富水素蒸気流は、最終直列深冷分離段階の気液分離容器から取り出される。

ＨＰ合成ガス流が、熱交換器システムで−３０〜−４０℃の範囲の温度、例えば約−３７℃に冷却される場合、深冷分離システムは、−４０〜−５５℃、好ましくは−４５〜−５０℃の範囲の稼動温度を有する単一深冷分離段階を備えていてもよい。熱交換器システムから出てくるＨＰ合成ガス流が、より高温、例えば−１５〜−３０℃超の範囲の温度である場合、深冷分離システムは、直列に配置されている複数の深冷分離段階を備えていてもよく、深冷分離段階の分離器容器は、連続的により低い温度で稼動される。各深冷分離段階の稼動温度は、ＨＰ合成ガス流が熱交換器システムで冷却される温度、深冷分離段階の数、及び所望の二酸化炭素捕捉レベルに依存するだろう。固体ＣＯ_２が形成される値よりも高い温度を維持しなければならないため、最終深冷分離段階における最低温度には制限がある（上記参照）。一般的には、最終深冷分離段階は、−４０〜−５５℃、好ましくは−４５〜−５０℃の範囲の温度で稼動される。

深冷分離段階（複数可）の熱交換器（複数可）で冷媒として使用することができる好適な外部冷媒には、プロパン、エタン、エチレン、アンモニア、ヒドロクロロフルオロカーボン（ＨＣＦＣ）、及び混合冷媒が含まれる。典型的な混合冷媒は、ブタン、プロパン、エタン、及びエチレンからなる群から選択される少なくとも２つの冷媒を含む。これらの冷媒は、液化天然ガスの生産において公知である方法を含む、当業者に公知の任意の方法を使用して、外部冷媒回路で所望の冷却温度に冷却することができる。これらの冷媒は、ターボ膨張システムのターボ膨張器からの１つ又は複数の等エントロピー的に膨張した低温富Ｈ_２蒸気流との熱交換により、所望の冷却温度に冷却することもできる。深冷分離段階用の外部冷媒は、所望の稼動温度を達成するように選択される。例えば、ＨＰ合成ガス流の供給温度が−１５〜−３０℃超の範囲であり、深冷分離段階の所望の稼動温度が−２０〜−３０℃超の範囲である場合、プロパンを冷媒として使用することができ、一方でＨＰ合成ガス流の供給温度が−３０〜−４０℃の範囲にあり、深冷分離段階の所望の稼動温度が−４０〜−５５℃、好ましくは−４５〜−５０℃の範囲にある場合、エタン及び／又はエチレンを外部冷媒として使用することができる。

上記で考察されているように、深冷分離システムは、システムの１つ又は複数の深冷分離段階の前後で圧力損失が最低限になるように稼動される。典型的には、深冷分離システム前後の圧力損失は、１〜５ｂａｒ、好ましくは１〜３ｂａｒ、特に１〜２ｂａｒの範囲にある。従って、複数の深冷分離段階がある場合、これらを、実質的に同じ圧力で稼動させてもよい。しかしながら、より高い圧力損失、例えば５〜２０ｂａｒ、好ましくは５〜１０ｂａｒの範囲の圧力損失が、深冷分離システム前後で許容される場合がある。

好ましくは、ステップ（Ｃ）で形成されるＨＰ富水素蒸気流は、ターボ膨張システムに供給される前に、低温ＨＰ富水素蒸気流をＨＰ合成ガス流と熱交換させながら、マルチチャネル熱交換器（又は独立型熱交換器）の更なるチャネルに通すことにより、ステップ（Ｂ）のＨＰ合成ガス流を冷却するために使用される。或いは、ＨＰ富水素蒸気流は、圧縮システムの熱交換器（複数可）用の冷却材として使用することができる。

別の好ましい実施形態では、ＨＰ富Ｈ_２蒸気流は、その中に含有されるあらゆる残留ＣＯ_２を吸収する溶媒と蒸気流が接触する溶媒抽出システムに最初に供給される。この分離を達成するための溶媒抽出プロセスには、Ｒｅｃｔｉｓｏｌ（商標）及びＳｅｌｅｘｏｌ（商標）プロセスが含まれ、これらのプロセスでは、冷却メタノール、及びポリエチレングリコールのジメチルエーテル冷却混合物が吸収剤としてそれぞれ使用される。或いは、吸収剤は、例えばモノエタノールアミン、ジエタノールアミン、又はメチルジエタノールアミンジイソプロピルアミン等、アミンに基づいていてもよい。

ターボ膨張システムに供給されるＨＰ富Ｈ_２蒸気流は高圧である。従って、富Ｈ_２蒸気流の圧力は、ターボ膨張システムに通すことにより所望の出口圧力に低減される。ターボ膨張器で富Ｈ_２蒸気流から回収される膨張エネルギーは、電気タービンを駆動するために使用することができるか、又は圧縮器システムの圧縮器を直接的に駆動するために使用することができる。上記で考察されているように、富Ｈ_２蒸気流の等エントロピー膨張は、その結果として著しい冷却をもたらす。ターボ膨張システムのターボ膨張器から取り出される、等エントロピー的に膨張した低温富水素蒸気流の１つ又は複数、好ましくは全てが、ステップ（Ｂ）でＨＰ合成ガス流を冷却するために使用される場合、ターボ膨張器の稼動圧力は、膨張効率を最適化し、膨張した富Ｈ_２蒸気流の排出温度が−５６℃（ＣＯ_２の凝固点）未満に低下しないことを保証するように設定される。典型的には、膨張した流動の排出温度は、−１５℃〜−５０℃、好ましくは−２０℃〜−５０℃、特に−３０℃〜−５０℃の範囲にある。しかしながら、等エントロピー的に膨張した低温富水素蒸気流の１つ又は複数は、様々な目的、例えば、本プロセスで使用される外部冷媒（プロパン又はエタン等）を冷却するために、又は等エントロピー的に膨張されなかった低温富Ｈ_２蒸気流を冷却するために使用することができ、そのため本発明のプロセスで内部冷媒として使用することができることも起想される。これらの目的に内部冷媒が使用される場合、凝固ＣＯ_２を形成するリスクがないため、膨張した流動の排出温度は−５５℃未満であってもよい。

熱交換器システムから出てくるＨＰ合成ガス流が、気液分離器容器に直接的に送られても、又は単一深冷分離段階を備える深冷分離システムに送られてもいずれの場合でも、単一の液体ＣＯ_２流が得られる。熱交換器システムから出てくるＨＰ合成ガス流が、複数の深冷分離段階を使用する深冷分離システムに送られる場合、別々の液体ＣＯ_２流が各深冷分離段階から得られるだろう。好ましくは、複数の深冷分離段階からの液体ＣＯ_２流は、混合されて混合液体ＣＯ_２流を形成する。液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流が、所望のＣＯ_２排出圧力（典型的には、１００〜１７５ｂａｒｇ）で得られる場合、液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流は、好ましくは熱交換器システムの内部冷媒として使用され、それによりステップ（Ｂ）でＨＰ合成ガス供給流に更なる冷却を提供する。熱交換器システムから出てくるＣＯ_２生成物流は、濃密相状態である。「濃密相状態」とは、ＣＯ_２生成物流が、ＣＯ_２生成物流の温度がその臨界温度より高いか又は低いかに応じて、超臨界流体状態又は液体状態のいずれかであることを意味する。その後、濃密相ＣＯ_２生成物流は、本プロセスから排出及び隔離され、及び／又は化学プロセスで使用される。

液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流が、所望の液体ＣＯ_２排出圧力より高い圧力で生産される場合、液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流の圧力は、所望の液体ＣＯ_２排出圧力、典型的には１００〜１７５ｂａｒｇの範囲の圧力に低減される。液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流の圧力を排出圧力に低減することに伴うエネルギーは、水力タービンシステムを使用して回収できることが起想される。或いは、液体ＣＯ_２流又は混合液体ＣＯ_２流を、バルブを通してより低い圧力にフラッシュし、その後フラッシュ分離容器に送られてもよい（バルブはフラッシュ分離容器の入口に位置してもよい）。圧力低減により液体ＣＯ_２流から分離する富Ｈ_２蒸気は全て、フラッシュ分離器容器の最上部又は最上部付近から富Ｈ_２蒸気流として取り出すことができる。フラッシュ分離器容器から取り出される富Ｈ_２蒸気流は、ターボ膨張器システムのターボ膨張器の１つから出てくる同等圧力の膨張した富Ｈ_２蒸気流と混合することができ、その後混合富Ｈ_２蒸気流は、熱交換器システムの内部冷媒流として使用され、それによりステップ（Ｂ）でのＨＰ合成ガス流の冷却を提供する。例えば、混合富Ｈ_２蒸気流は、ＨＰ合成ガス流と熱交換させながらマルチチャネル熱交換器のチャネルを通過させてもよい。或いは、富Ｈ_２蒸気流からＣＯ_２を更に回収することが所望の場合、フラッシュ分離器容器から取り出される富Ｈ_２蒸気流を、圧縮器システムの圧縮器の１つから出てくる同等圧力の圧縮器流と混合してもよい。好ましくは、フラッシュ分離器容器から取り出される液体ＣＯ_２流は、熱交換器システムの内部冷媒として使用され、それによりステップ（Ｂ）でＨＰ合成ガス流に更なる冷却を提供する。上述のように、濃密相ＣＯ_２生成物流（超臨界ＣＯ_２又は液体ＣＯ_２のいずれか）が、熱交換器システムから出てくる。その後、この濃密相ＣＯ_２生成物流は、本プロセスから排出及び隔離され、及び／又は化学プロセスで使用される。従って、本発明の利点は、濃密相ＣＯ_２生成物流が所望のＣＯ_２排出圧力で生産され、そのため追加的なＣＯ_２ポンプを提供する必要がないということである。

本発明のプロセスから排出される濃密相ＣＯ_２生成物流は、好ましくは、少なくとも９５モル％のＣＯ_２、特に少なくとも９８モル％のＣＯ_２を含み、残りは、ほとんどが、幾つかの不活性成分、例えば窒素及び／又はＣＯを含む水素である。しかしながら、合成ガス供給流が酸性合成ガスである場合、濃密相ＣＯ_２生成物流は、少量のＨ_２Ｓも含むだろう。濃密相ＣＯ_２生成物流がＨ_２Ｓを含む場合、生成物は隔離されるか、又は化学プロセスへの供給材料等の様々な目的にＣＯ_２が使用される前に、Ｈ_２Ｓが除去されるかのいずれかである。濃密相ＣＯ_２生成物流は、隔離される場合、典型的には、油田の受け入れ施設に濃密相ＣＯ_２生成物流を輸送するパイプラインに搬送され、油田では濃密相ＣＯ_２生成物流を石油貯留層の注入流体として使用することができる。必要に応じて、濃密相ＣＯ_２生成物流は、注入井を降下して石油貯留層に注入される前に、石油貯留層より高い圧力に押し出される。注入されたＣＯ_２は、貯留岩に含有されている炭化水素を、そこから炭化水素を高次回収（ｅｎｈａｎｃｅｄ ｒｅｃｏｖｅｒｙ）するために生産井に向けて押し出す。炭化水素と共に二酸化炭素が生産井から少しでも生産される場合、二酸化炭素を、石油貯留層に再注入するために炭化水素から分離することができる。帯水層又は枯渇した石油貯留層若しくはガス貯留層に注入してそこに保管することにより、濃密相ＣＯ_２生成物流を隔離できることも起想される。

典型的には、ＣＯ_２液化プラントから得られる富Ｈ_２蒸気流に含有されるＣＯ_２の量は、１０モル％未満、好ましくは５モル％未満、より好ましくは２モル％未満、特に１モル％未満である。

合成ガス供給流がシフト変換にかけられていない場合、富Ｈ_２蒸気流は、２０モル％までの一酸化炭素（ＣＯ）を含んでいる場合がある。合成ガス供給流がシフト変換にかけられている場合、富Ｈ_２蒸気流は、典型的には、微量の、例えばモルベースで５００ｐｐｍ未満のＣＯ及びメタンを含む。ＣＯ_２液化プラントから得られる富水素蒸気流の残りは、主に水素である。

上記で考察されているように、ＣＯ_２液化プラントから得られる富Ｈ_２蒸気流は、加熱炉の低圧バーナーの燃料として、又は改質炉若しくはボイラーの燃料として、又は１つ若しくは複数の精製所流を改良するための精製所供給流として、又は化学プロセスへの供給材料として使用することができる。しかしながら、富Ｈ_２蒸気流を、発電所の少なくとも１つのガスタービンの燃焼器用の燃料ガス流として使用し、それにより発電することが好ましい。富Ｈ_２蒸気流が燃料として使用される場合、富Ｈ_２蒸気流は、微量のＣＯしか含んでおらず、それにより大気中に放出されるＣＯ_２の量を最低限に抑えることが好ましい（ＣＯ_２はＣＯの燃焼から生じる）。

上記で考察されているように、本発明の利点は、ガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）の最低入口圧力を超える圧力で、燃料ガス流を取得することができるということである。典型的には、燃料ガス流の供給圧力（ガスタービン（複数可）の燃焼器の入口圧力）は、ｉｎ ｐｌｕｔｅで２５〜４５ｂａｒｇ、好ましく２８〜４０ｂａｒｇの範囲にある。従って、燃料ガス流をガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）の入口圧力に圧縮する圧縮器の必要はない。好ましくは、富Ｈ_２蒸気流は、燃料ガスとしてガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）に供給される前に、中圧窒素及び／又は中圧蒸気で希釈される。従って、ガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）に供給される燃料ガス流は、好ましくは、３５〜６５モル％の水素、より好ましくは４５〜６０モル％の水素、例えば４８〜５２モル％の水素を含有する。

５６ｍｏｌ％の水素及び４３ｍｏｌ％のＣＯ_２を含有する合成ガスを２８，０００ｋｍｏｌ／時間で処理する場合、ターボ膨張システムのターボ膨張器で富Ｈ_２蒸気流から回収される膨張エネルギーにより（燃料ガス流が、約３０ｂａｒｇの圧力で取得される場合）、分離プロセスの正味消費電力を３０ＭＷ未満、好ましくは２５ＭＷ未満、特に２３ＭＷ未満に低減することができる。正味消費電力は以下のように定義される：［圧縮システムの消費電力＋外部冷媒圧縮システムの消費電力（使用される場合）］−［ターボ膨張システムで生成された電力］。

発電所のガスタービン（複数可）からの排気ガスは、熱回収及び蒸気発生器ユニット（ＨＲＳＧ）に送られ、そこで排気ガスを種々のプロセス流と熱交換することができる。随意に、ガスタービンの排気ガスの温度を、ポストファイアリングシステム（ｐｏｓｔ−ｆｉｒｉｎｇ ｓｙｓｔｅｍ）、例えばポストファイアリングバーナー（ｐｏｓｔ− ｆｉｒｉｎｇ ｂｕｒｎｅｒ）をＨＲＳＧに提供することにより上昇させる。適宜、ポストファイアリングバーナーに燃料ガス流の一部を供給し、排気ガスに含有されている残留酸素を使用して燃料ガス流をバーナーで燃焼させる。適宜、排気ガスの温度を、ポストファイアリングシステムで５００〜８００℃の範囲の温度に上昇させる。

典型的には、ＨＲＳＧは、少なくとも１つの蒸気タービンで使用するための、及び／又は合成ガスを生成するプロセスで使用するための、及び／又は燃料ガス流の希釈に使用するための蒸気を生成し過熱する。典型的には、ＨＲＳＧは、高圧（ＨＰ）蒸気、中圧（ＭＰ）蒸気、及び低圧（ＬＰ）蒸気を生成可能であり、これらの蒸気流を過熱可能である。またＨＲＳＧは、多段蒸気タービンの高圧段階からの排気流として生成されるＭＰ蒸気を再加熱可能であってもよい。加えて、ＨＲＳＧは、ボイラー供給水を加熱するために使用してもよい（例えば、シフト変換器ユニットの廃熱ボイラーに供給されるボイラー供給水）。

冷却された排気ガスは、排気筒を通してＨＲＳＧから大気中に放出される。好ましくは、排気筒は、例えば冷却された排気ガスのＮＯ_ｘ含有量をモニタリングするための連続排出モニタリングシステムを備える。

本発明の更なる実施形態では、合成ガス流から二酸化炭素及び水素を分離するための二酸化炭素液化プラントであって、
（ａ）合成ガス供給流を準備するための手段、
（ｂ）合成ガス供給流を１５０〜４００ｂａｒｇの範囲の圧力に圧縮するための圧縮システム、
（ｃ）圧縮合成ガス流を複数の内部冷媒流で−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却し、それにより圧縮合成ガス流を部分的に液化するための熱交換器システム、
（ｄ）部分的に液化した圧縮合成ガス流を、富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流に分離するための気液分離器容器、
（ｅ）分離された富水素蒸気流を連続的により低い圧力へと膨張させるための直列に配置された複数のターボ膨張器を備え、ターボ膨張器システムが、発電所の少なくとも１つのガスタービンの燃焼器の最低燃料ガス供給圧の圧力で又はそれより高い圧力で、最終直列ターボ膨張器から富水素蒸気流を生成するのに適しており、直列ターボ膨張器の各々が、熱交換器システムの内部冷媒流として使用される富水素蒸気流を提供するのに適しているターボ膨張器システムを備えるプラントが提供される。

上記で考察されているように、ＣＯ_２液化プラントは、随意に、分離された液体ＣＯ_２流の圧力をＣＯ_２排出圧力に低下させるためのバルブを備えていてもよい。従って、ＣＯ_２液化プラントは、随意に、減圧された液体ＣＯ_２流から富水素蒸気を全て分離するためのフラッシュ分離容器を備える。

また、上記で考察されているように、ＣＯ_２液化プラントは、随意に、外部冷媒を使用する熱交換器で構成される少なくとも１つの深冷分離段階及び気液分離器容器を備える深冷分離システムを備えていてもよく、深冷分離システムは、システムの１つ又は複数の深冷分離段階前後の圧力損失を最小限に抑えて稼動される。従って、部分的に液化した圧縮合成ガス流を富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流分離するための気液分離器容器は、単一深冷分離段階の気液分離器容器、又は直列に配置されている複数の深冷分離器容器の最終気液分離器容器のいずれかである。深冷分離システムが複数の分離段階を備えている場合、液体ＣＯ_２流は、最終深冷分離段階から取り出され、追加的な液体ＣＯ_２流は、その前の直列深冷分離段階の気液分離器容器の各々から取り出されるだろう。

以下では、本発明のプロセスを図１及び２を参照することにより例示する。

図１は、本発明のプロセス及びＣＯ_２液化プラントの第１の実施形態の詳細なプロセスフローダイアグラムを示す図である。 図２は、本発明のプロセス及びＣＯ_２液化プラントの更なる実施形態の詳細なプロセスフローダイアグラムを示す図である。

図１は、本発明のプロセス及びＣＯ_２液化プラントの第１の実施形態の詳細なプロセスフローダイアグラムを示す。乾燥合成ガス流１は、６０ｂａｒｇの圧力及び４０℃の温度で、直列に配置されている第１の低圧（ＬＰ）圧縮器Ｃ１、第２の低圧（ＬＰ）圧縮器Ｃ２、第１の高圧（ＨＰ）圧縮器Ｃ３、及び第２のＨＰ圧縮器Ｃ４（つまり、４段階の圧縮）を備える圧縮システムに供給される。第１及び第２のＬＰ圧縮器、それぞれＣ１及びＣ２は、共通の駆動シャフトに配置される。同様に、第１及び第２のＨＰ圧縮器、それぞれＣ３及びＣ４は、共通の駆動シャフトに配置される。

第１のＬＰ圧縮器Ｃ１から出てくる低圧合成ガス流１Ｄは、９４ｂａｒの圧力及び８４．６２℃の温度であり、温度の上昇は圧縮熱により生じる。その後、流動１Ｄは、熱交換器Ｅ１において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第２のＬＰ圧縮器Ｃ２に送られ、それにより１４７．０ｂａｒの圧力及び８４．２１℃の温度を有する第２のＬＰ合成ガス流２Ｄを生成する。その後、流動２Ｄは、熱交換器Ｅ２において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第１の高圧（ＨＰ）圧縮器Ｃ３に送られ、それにより２３０．０ｂａｒｇの圧力及び８３．５６℃の温度を有する第１の高圧ガス流３Ｄを生成する。その後、流動３Ｄは、熱交換器Ｅ３において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第２のＨＰ圧縮器Ｃ４に送られ、それにより３６０．０ｂａｒｇの圧力及び８２．２５℃の温度を有する第２のＨＰ合成ガス流４Ｄを生成する。その後、流動４Ｄは、熱交換器Ｅ４において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、それにより約４０℃の温度を有するＨＰ合成ガス流Ｓ１を生成する。当業者であれば、圧縮段階の数は、消費電力を最小限にするために最適化されており、６０から３６０ｂａｒｇへの圧縮は、２つ又は３つの圧縮段階を使用して達成することもできた可能性があることを理解するだろう。当業者であれば、各圧縮段階から出てくる合成ガスの圧力は変動する場合があることを理解するだろう。しかしながら、圧縮の最終段階からの排出圧力は、合成ガス流から捕捉される二酸化炭素の量を決定する。当業者であれば、ＨＰ合成ガスは、熱交換器Ｅ４において外部冷媒、例えばプロパン、プロピレン、又はアンモニアで０〜−３０℃の範囲の温度に冷却され、それによりマルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００の冷却負荷を低減することができることも理解するだろう。

その後、ＨＰ合成ガス流Ｓ１は、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこで複数の低温プロセス流（以下を参照）で冷却され、それにより３５８．５ｂａｒの圧力及び−２１．３３℃の温度を有する冷却されたＨＰ合成ガス流Ｓ２を生成する（流動Ｓ１は約４０℃の温度を有する）。

流動Ｓ２は、気液分離器容器Ｆ３６０に直接的に送られ、そこで富水素気相は、液体ＣＯ_２相から分離する。従って、富水素蒸気流Ｓ２Ｖは、分離器容器Ｆ３６０の上部から取り出されて、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する。富Ｈ_２蒸気流１Ｎは、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００を出て、その後膨張器ＥＸ１に送られ、そこで低圧力へと膨張する。当業者であれば、蒸気流の等エントロピー膨張は、その結果として冷却をもたらすことを理解するだろう。従って、流動１Ｔは、２０５．０ｂａｒｇの圧力及び−２６．２５℃の温度で膨張器ＥＸ１を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１と熱交換し、それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する。富Ｈ_２蒸気流２Ｎは、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００を出て、膨張器ＥＸ２に送られ、そこで蒸気流は低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流２Ｔは、１１２．０ｂａｒｇの圧力及び−２６．０１℃の温度で膨張器を出て、マニフォールドＭ１に送られる。液体ＣＯ_２流Ｓ２Ｌは、分離器容器Ｆ３６０の底部から取り出され、バルブＶＬＶ−１０９を通してフラッシュされ、それによりフラッシュ容器Ｆ１５０に送られる更なる二相流１８を生成する。フラッシュ容器Ｆ１５０の最上部から取り出される富Ｈ_２蒸気流Ｓ２ＬＶは、マニフォールドＭ１に送られ、そこで富Ｈ_２蒸気流２Ｔと混合して混合蒸気流２ＴＭを形成する。その後、蒸気流２ＴＭは、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する。その後、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる富Ｈ_２蒸気流３Ｎは、膨張器ＥＸ３に送られ、そこで低圧力へと膨張する。蒸気流３Ｔは、６５．０ｂａｒｇの圧力及び−２４．５６℃の温度で膨張器ＥＸ３を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する。その後、富Ｈ_２蒸気流４Ｎは、膨張器ＥＸ４に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流４Ｔは、３１．０ｂａｒｇの圧力及び−２４．５９℃の温度で膨張器ＥＸ４を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する。マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる最終富Ｈ_２蒸気流は、３０．５ｂａｒｇの圧力及び３７．００℃の温度を有する。この蒸気流は、８８．４２モル％のＨ_２及び９．３０モル％のＣＯ_２を含み、中圧Ｎ_２及び／又は中圧蒸気で希釈した後で、パワーアイランド（非表示）のガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）に水素燃料ガスとして送られてもよい。当業者であれば、膨張器の数は増加されてもよく又は減少されてもよい（最低２つの膨張器）ことを理解するだろう。また当業者であれば、膨張器の稼動圧力及び温度は、マルチチャネル熱交換器から出てくる蒸気流が少なくとも３０ｂａｒｇの圧力を有する限り、変更することもできることを理解するだろう。膨張器ＥＸ１、ＥＸ２、ＥＸ３、及びＥＸ４は、エネルギーを回収するための電動モーターに接続されてもよく、電力は本プロセスで使用されても、又は本プロセスから搬出されてもいずれでもよい。或いは、膨張器は、例えば、膨張器における富水素蒸気の等エントロピー膨張が、共通のシャフトを回転させ、圧縮器を駆動するために使用されるように、膨張器及び圧縮器を共通のシャフトに設置することにより、圧縮器に直接連結されていてもよい。従って、図１のフロースキームの正味消費電力は、２２．９４ＭＷである。図１のフロースキームの利点は、ＬＮＧ−１００から出てくるＨ_２燃料ガス流は、パワーアイランドのガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）の稼動圧力より圧力が高く、そのため水素圧縮器を省略することが可能であるということである。

液体ＣＯ_２流Ｓ２ＬＬは、フラッシュ容器Ｆ１５０の底部から取り出され、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却するために使用される。マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる濃密相ＣＯ_２流は、２４℃の温度及び１４９．５ｂａｒｇの圧力を有する。従って、濃密相ＣＯ_２流は、最低パイプライン輸送圧力（典型的には、１３０ｂａｒｇ）より圧力が高い。マルチチャネル熱交換器から出てくる濃密相ＣＯ_２流は、９６．５２モル％のＣＯ_２及び２．６９モル％の水素を含む。水素回収率は、乾燥合成ガス流中のＨ_２のモル数に基づくと９８．１５％である。乾燥合成ガス流から捕捉される二酸化炭素の量は、乾燥合成ガス流中のＣＯ_２のモル数に基づくと８４．５８％である。

図２は、本発明のプロセス及びＣＯ_２液化プラントの更なる実施形態の詳細なプロセスフローダイアグラムを示す。図２の多段圧縮システムは、図１の多段圧縮システムと同一であり、同じ条件の温度及び圧力下で稼動される。従って、ＨＰ合成ガス流Ｓ１は、３６０．０ｂａｒの圧力及び約４０℃の温度で熱交換器Ｅ４から出てくる。その後、ＨＰ合成ガス流Ｓ１は、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこで複数の低温プロセス流（以下を参照）で冷却され、それにより３５８．５ｂａｒの圧力及び−３６．９２℃の温度を有する冷却されたＨＰ合成ガス流Ｓ２を生成する。

その後、流動Ｓ２は、冷却回路のケトルＥ−１０１のシェル側に供給されるエタン冷媒で−５０℃の温度に冷却され（下記で考察されている）、それにより、富水素気相が液体ＣＯ_２相から分離する分離器容器Ｆ３６０に送られる二相流２０を生成する。富Ｈ_２蒸気流Ｓ２Ｖは、分離器容器Ｆ３６０の上部から取り出され、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流１Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。その後、富Ｈ_２蒸気流１Ｎは、膨張器ＥＸ１に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流１Ｔは、２０５．０ｂａｒｇの圧力及び−３１．６３℃の温度で膨張器ＥＸ１から出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１と熱交換し、それにより蒸気流２Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。富Ｈ_２蒸気流２Ｎは、膨張器ＥＸ２に送られ、そこで蒸気流は低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流２Ｔは、１１２．０ｂａｒｇの圧力及び−３５．０４℃の温度で膨張器を出て、マニフォールドＭ１に送られる。液体ＣＯ_２流Ｓ２Ｌは、分離器容器Ｆ３６０の底部から取り出され、バルブＶＬＶ−１０９を通してフラッシュされ、それによりフラッシュ容器Ｆ１５０に送られる更なる二相流１８を生成する。フラッシュ容器Ｆ１５０の最上部から取り出される富Ｈ_２蒸気流Ｓ２ＬＶは、マニフォールドＭ１に送られ、そこで富Ｈ_２蒸気流２Ｔと混合して混合蒸気流２ＴＭを形成する。その後混合富Ｈ_２蒸気流２ＴＭは、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流３Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。その後、富Ｈ_２蒸気流３Ｎは、膨張器ＥＸ３に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流３Ｔは、６５．０ｂａｒｇの圧力及び−４２．５７℃の温度で膨張器ＥＸ３を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流４Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。その後、富Ｈ_２蒸気流４Ｎは、膨張器ＥＸ４に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流４Ｔは、３１．０ｂａｒｇの圧力及び−５３．８１℃の温度で膨張器ＥＸ４を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００においてＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱される（それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。マルチチャネル熱交換器から出てくる最終富Ｈ_２蒸気流は、３０．５ｂａｒｇの圧力及び３７℃の温度を有しており、ＭＰのＮ_２及び／又は蒸気で希釈された後、パワーアイランド（非表示）のガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）に水素燃料ガスとして送られる。図２のフロースキームの利点は、ＬＮＧ−１００から出てくるＨ_２燃料ガス流が、パワーアイランドのガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）の稼動圧力より圧力が高く、そのため水素圧縮器を省略することが可能であるということである。

当業者であれば、膨張器の数は増加されてもよく又は減少されてもよい（最低２つの膨張器）ことを理解するだろう。また当業者であれば、膨張器の稼動圧力及び温度は、マルチチャネル熱交換器から出てくる蒸気流が少なくとも３０ｂａｒｇの圧力を有する限り、変更することもできることを理解するだろう。膨張器ＥＸ１、ＥＸ２、ＥＸ３、及びＥＸ４は各々が、エネルギーを回収するための電動モーターに接続されており、電力は本プロセスで使用されても、又は本プロセスから搬出されてもいずれでもよい。或いは、膨張器は、例えば、膨張器における富水素蒸気の等エントロピー膨張が、共通のシャフトを回転させ、圧縮器を駆動するために使用されるように、膨張器及び圧縮器を共通のシャフトに設置することにより、圧縮器に直接連結されていてもよい。従って、図２のフロースキームの正味消費電力は、３０ＭＷである。

液体ＣＯ_２流Ｓ２ＬＬは、分離器容器Ｆ１５０の底部から取り出され、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却するために使用される。濃密相ＣＯ_２流は、２４℃の温度及び１４９．５ｂａｒｇの圧力でマルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる。従って、濃密相ＣＯ_２流は、最低パイプライン輸送圧力（典型的には、１３０ｂａｒｇ）より圧力が高い。

マルチチャネル熱交換器から出てくる濃密相ＣＯ_２流は、９７．８７モル％のＣＯ_２及び１．３６モル％の水素を含む。マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる最終富Ｈ_２蒸気流は、９４．３８モル％のＨ_２及び３．２４モル％のＣＯ_２を含む。水素回収率は、乾燥合成ガス流中のＨ_２のモル数に基づくと９８．８％である。乾燥合成ガス流から捕捉される二酸化炭素の量は、乾燥合成ガス流中のＣＯ_２のモル数に基づくと９２．５％である。

冷却回路のケトルＥ−１０１のシェル側に供給されるエタン冷媒は、天然ガス液化用の冷媒を生成する深冷法を含む、当業者に公知の任意の深冷法を使用して得ることができる。熱交換器Ｅ−１０１のエタン冷媒は、エチレンと置き換えることができる。

典型的には、冷却回路のケトルＥ−１０１で使用されるエタン冷媒は、エタン圧縮器Ｋ−１００で圧縮される。エタン圧縮器Ｋ−１００の排出からのエタン蒸気流４は、プロパン冷媒によるエタンコンデンサＥ−１０２においてプロパン冷媒で十分に液化される。その後、Ｅ−１０２から出てくる液化エタン流６は、ケトルＥ−１０１に送られ、ケトルＥ−１０１へのエタン流は、入口液位調節弁ＶＬＶ−１０１により制御される。−５１．５９℃の温度及び５ｂａｒの圧力でＥ−１０１ケトルから出てくるエタン蒸気流２は、バルブＶＬＶ−１００を通ってエタン圧縮器Ｋ−１００に送られる。

ＣＯ_２液化回路のプロパン冷媒は、プロパン圧縮器Ｋ−１００−２で圧縮される。圧縮器Ｋ−１００−２排出からのプロパン蒸気流４−２は、空冷コンデンサＥ−１０２−２で十分に液化される。コンデンサＥ−１０２−２から出てくる液化プロパン５−２は、−３２．６２℃の温度及び１．５ｂａｒｇの圧力で稼動されるケトルＥ−１０１−２に送られる。ケトルＥ−１０１−２へのプロパン流は、入口液位調節弁ＶＬＶ−１０１−２により制御される。ケトルＥ−１０１−２から出てくる蒸気流２−２は、バルブＶＬＶ１００−２を通ってプロパン圧縮器Ｋ−１００−２に送られる。

図２のＣＯ_２液化プラントは、異なる温度及び圧力条件下で稼動させてもよいことも起想される。従って、乾燥合成ガス流１は、６０ｂａｒｇの圧力及び４０℃の温度で圧縮システムに供給される。第１のＬＰ圧縮器Ｃ１から出てくる低圧合成ガス流１Ｄは、７８．００ｂａｒの圧力及び６５．５５℃の温度である。その後、流動１Ｄは、熱交換器Ｅ１において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第２のＬＰ圧縮器Ｃ２に送られ、それにより１０２．０ｂａｒの圧力及び６６．６３℃の温度を有する第２のＬＰ合成ガス流２Ｄを生成する。その後、流動２Ｄは、熱交換器Ｅ２において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第１の高圧（ＨＰ）圧縮器Ｃ３に送られ、それにより１３４．０ｂａｒｇの圧力及び６６．７８℃の温度を有する第１の高圧ガス流３Ｄを生成する。その後、流動３Ｄは、熱交換器Ｅ３において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、第２のＨＰ圧縮器Ｃ４に送られ、それにより１７５ｂａｒｇの圧力及び６５．７５℃の温度を有する第２のＨＰ合成ガス流４Ｄを生成する。その後、流動４Ｄは、熱交換器Ｅ４において低温流動（例えば、水又は空気）により冷却され、その後マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこで複数の低温プロセス流（以下を参照）により冷却され、それにより１７３．５ｂａｒの圧力及び−２６．５５℃の温度を有する冷却されたＨＰ合成ガス流Ｓ２を生成する。

流動Ｓ２は、冷却回路のケトルＥ−１０１のシェル側に供給されるエタン冷媒で−５０℃の温度に冷却され（冷却回路は、図２に記述されている通りである）、それにより分離器容器Ｆ３６０に送られる二相流２０を生成する。富Ｈ_２蒸気流Ｓ２Ｖは、分離器容器Ｆ３６０の上部から取り出され、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流１Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。その後、富Ｈ_２蒸気流１Ｎは、膨張器ＥＸ１に送られ、そこで低圧力へと膨張する。従って、流動１Ｔは、１１２．０ｂａｒｇの圧力及び−２５．５６℃の温度で膨張器ＥＸ１を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１と熱交換し、それにより蒸気流２Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。富Ｈ_２蒸気流２Ｎは、膨張器ＥＸ２に送られ、そこで蒸気流は低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流２Ｔは、７３．０ｂａｒｇの圧力及び−２５．４８℃の温度で膨張器を出て、マニフォールドＭ１に送られる。液体ＣＯ_２流Ｓ２Ｌは、分離器容器Ｆ３６０の底部から取り出され、随意にバルブＶＬＶ−１０９を通してフラッシュされ、それによりフラッシュ容器Ｆ１５０に送られる更なる二相流１８を生成する。フラッシュ容器Ｆ１５０の最上部から取り出される富Ｈ_２蒸気流Ｓ２ＬＶは、マニフォールドＭ１に送られ、そこで富Ｈ_２蒸気流２Ｔと混合して混合蒸気流２ＴＭを形成する。その後、混合富Ｈ_２蒸気流２ＴＭは、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流３Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。富Ｈ_２蒸気流３Ｎは、膨張器ＥＸ３に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流３Ｔは、４８．０ｂａｒｇの圧力及び−３５．３１℃の温度で膨張器ＥＸ３を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱され、それにより蒸気流４Ｎを形成する（及びＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。その後、蒸気流４Ｎは、膨張器ＥＸ４に送られ、そこで低圧力へと膨張する。富Ｈ_２蒸気流４Ｔは、３１．０ｂａｒｇの圧力及び−３６．５０℃の温度で膨張器ＥＸ４を出て、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００においてＨＰ合成ガス流Ｓ１により加熱される（それによりＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却する）。マルチチャネル熱交換器から出てくる最終富Ｈ_２蒸気流は、３０．５ｂａｒｇの圧力及び３７℃の温度を有しており、ＭＰのＮ_２及び／又は蒸気で希釈された後、パワーアイランド（非表示）のガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）に水素燃料ガスとして送られる。従って、ＬＮＧ−１００から出てくるＨ_２燃料ガス流は、パワーアイランドのガスタービン（複数可）の燃焼器（複数可）の稼動圧力より圧力が高く、それにより水素圧縮器を省略することが可能である。

当業者であれば、膨張器の数は増加されてもよく又は減少されてもよい（最低２つの膨張器）ことを理解するだろう。また当業者であれば、膨張器の稼動圧力及び温度は、マルチチャネル熱交換器から出てくる蒸気流が少なくとも３０ｂａｒｇの圧力を有する限り、変更することもできることを理解するだろう。膨張器ＥＸ１、ＥＸ２、ＥＸ３、及びＥＸ４は各々が、エネルギーを回収するための電動モーターに接続されており、電力は本プロセスで使用されても、又は本プロセスから搬出されてもいずれでもよい。或いは、膨張器は、例えば、膨張器における富水素蒸気の等エントロピー膨張が、共通のシャフトを回転させ、圧縮器を駆動するために使用されるように、膨張器及び圧縮器を共通のシャフトに設置することにより、圧縮器に直接連結されていてもよい。従って、これらの異なるプロセス条件下で稼動された際、図２のフロースキームの正味消費電力は、２４．３８ＭＷである。

液体ＣＯ_２流Ｓ２ＬＬは、分離器容器Ｆ１５０の底部から取り出され、マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００に通され、そこでＨＰ合成ガス流Ｓ１を冷却するために使用される。濃密相ＣＯ_２流は、２４℃の温度及び１４９．５ｂａｒｇの圧力でマルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる。従って、濃密相ＣＯ_２流は、最低パイプライン輸送圧力（典型的には、１３０ｂａｒｇ）より圧力が高い。所望の場合、液体ＣＯ_２流の圧力は、ＣＯ_２ポンプ（非表示）を使用して２００ｂａｒｇまでの圧力に増強することができる。

マルチチャネル熱交換器から出てくる濃密相ＣＯ_２流は、９８．２８モル％のＣＯ_２及び１．１９モル％の水素を含む。マルチチャネル熱交換器ＬＮＧ−１００から出てくる最終富Ｈ_２蒸気流は、９２．０６モル％のＨ_２及び５．４４モル％のＣＯ_２を含む。水素回収率は、乾燥合成ガス供給流中のＨ_２のモル数に基づくと９９．１４％である。乾燥合成ガス流から捕捉される二酸化炭素の量は、乾燥合成ガス供給流中のＣＯ_２のモル数に基づくと９０．０８％である。

Claims (18)

1. （ａ）少なくとも１つの圧縮器を備える圧縮システム、（ｂ）熱交換器システム、（ｃ）気液分離器容器、及び（ｄ）直列に配置された複数のターボ膨張器を備えるターボ膨張システムを備えるＣＯ_２液化プラントにおいて、合成ガス流を、富水素（Ｈ_２）蒸気流及び液体二酸化炭素（ＣＯ_２）流に分離するプロセスであって、
   （Ａ）１０〜１２０ｂａｒｇの範囲の圧力を有する合成ガス流を、前記ＣＯ_２液化プラントの前記圧縮システムに供給して、前記合成ガスの圧力を１５０〜４００ｂａｒｇの範囲の圧力に増加させ、その結果生じる高圧（ＨＰ）合成ガス流を外部冷却材で冷却して圧縮熱の少なくとも一部分を除去するステップ；
   （Ｂ）前記ＨＰ合成ガス流を、後に前記プロセスで生産される複数の内部冷媒流と熱交換させながら前記熱交換器システムに通すことにより、ステップ（Ａ）で形成された前記ＨＰ合成ガス流を−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却し、前記内部冷媒流が、低温富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流からなる群から選択されるステップ；
   （Ｃ）ステップ（Ｂ）で形成された前記冷却されたＨＰ合成ガス流を、前記熱交換器システムと実質的に同じ圧力で稼動される気液分離器容器に直接的に又は間接的のいずれかで送り、高圧（ＨＰ）富水素蒸気流を前記分離器容器の最上部又は最上部付近から取り出し、高圧（ＨＰ）液体ＣＯ_２流を前記分離器容器の底部又は底部付近で取り出すステップ、及び
   （Ｄ）ステップ（Ｃ）からの前記ＨＰ富水素蒸気流を前記ターボ膨張システムに供給し、前記富水素蒸気流が前記直列ターボ膨張器の各々において等エントロピー膨張にかけられ、そのため富水素蒸気流が、前記直列ターボ膨張器から低減された温度及び連続的に低減された圧力で取り出され、前記直列ターボ膨張器の各々における前記富水素蒸気の等エントロピー膨張が動力を発生させ、それにより前記ＣＯ_２液化プラントの構成部分である機械を駆動し、及び／又は発電機のオルタネータを駆動するステップを含むプロセス。
2. ステップ（Ｄ）の前記ターボ膨張器により駆動される前記機械が、前記圧縮システムの圧縮器及び／又はポンプである、請求項１に記載のプロセス。
3. ステップ（Ｂ）の前記熱交換器システム前後の圧力損失が、１．５ｂａｒ未満である、請求項１又は２に記載のプロセス。
4. 前記熱交換器システムが、少なくとも１つのマルチチャネル熱交換器を備えており、前記ＨＰ合成ガス流が、前記マルチチャネル熱交換器の更なるチャネルを通過する複数の内部冷媒流と熱交換しながら、前記マルチチャネル熱交換器のチャネルを通過する、請求項１〜３に記載のプロセス。
5. 前記マルチチャネル熱交換器が、拡散接合熱交換器、特にプリント回路熱交換器である、請求項４に記載のプロセス。
6. 前記熱交換器システムが、直列に配置された複数の独立型熱交換器を備えており、前記ＨＰ合成ガス流が、ステップ（Ｂ）において、前記直列熱交換器の第１の熱交換器及び連続的により低い温度の連続した熱交換器に供給される複数の内部冷媒流と熱交換することにより前記直列熱交換器を通過する際に冷却される、請求項１〜３に記載のプロセス。
7. ステップ（Ｃ）で前記気液分離器から取り出される前記ＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記液体ＣＯ_２輸送圧力で取得され、その後前記ＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記ＨＰ合成ガス流と熱交換しながら前記熱交換器システムを通過し、その後前記プロセスから搬出及び隔離され、及び／又は化学プロセスで使用される、請求項１〜６のいずれか一項に記載のプロセス。
8. ステップ（Ｃ）の前記ＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記液体ＣＯ_２輸送圧力より高い圧力で取得され、圧力が前記液体ＣＯ_２輸送圧力に低減された後でフラッシュ分離容器に送られ、そこで富水素蒸気流が、前記フラッシュ分離容器の最上部又は最上部付近から取り出され、液体ＣＯ_２流が、前記フラッシュ分離器容器の底部又は底部付近から取り出され、その後前記液体ＣＯ_２流が、前記ＨＰ合成ガス流と熱交換しながら前記熱交換器システムを通過した後で、前記プロセスから搬出及び隔離され、及び／又は化学プロセスで使用される、請求項１〜６のいずれか一項に記載のプロセス。
9. 前記フラッシュ分離容器から取り出される前記富水素蒸気流が、ステップ（Ｄ）の前記ターボ膨張器の１つから取り出される同等圧力の富水素蒸気流と混合され、及び／又は前記合成ガス供給流をステップ（Ａ）の前記圧縮システムに通すことにより得られる同等圧力の合成ガス供給流と混合される、請求項８に記載のプロセス。
10. ステップ（Ｄ）の前記最終ターボ膨張器から出てくる前記富水素蒸気流が、１〜２００ｂａｒｇ、好ましくは１０〜１００ｂａｒｇの範囲の圧力で取得される、請求項１〜９のいずれか一項に記載のプロセス。
11. ステップ（Ｄ）の前記最終ターボ膨張器から出てくる前記富水素蒸気流が、２５〜４５ｂａｒｇ、好ましくは３０〜３５ｂａｒｇの範囲の圧力で取得され、発電所の少なくとも１つのガスタービンの燃焼器に燃料ガスとして送られる、請求項１〜１０のいずれか一項に記載のプロセス。
12. ステップ（Ｂ）で形成される前記冷却されたＨＰ合成ガス流が、−３０〜−４０℃の範囲の温度を有しており、外部冷媒及び気液分離器容器を使用する熱交換器で構成される単一深冷分離段階を備える深冷分離システムに送られ、前記深冷分離段階前後の圧力損失が０．１〜５ｂａｒの範囲であり；前記深冷分離段階の前記熱交換器が、−４０〜−５５℃の範囲の稼動温度を有し；ステップ（Ｃ）の前記ＨＰ富水素蒸気流及び前記ＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記深冷分離段階の前記気液分離器容器から取り出される、請求項１〜１１のいずれか一項に記載のプロセス。
13. ステップ（Ｂ）で形成される前記冷却されたＨＰ合成ガス流が、−１５〜−３０℃の範囲の温度を有しており、直列に配置されている複数の深冷分離段階を備え、前記直列深冷分離段階の各々が外部冷媒及び気液分離容器を使用する熱交換器で構成される深冷分離システムに送られ；前記直列深冷分離段階が、連続的により低い温度で、及び前記直列深冷分離段階前後の圧力損失が０．１〜５ｂａｒの範囲で稼動され；ステップ（Ｃ）の前記ＨＰ富水素蒸気流及び前記ＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記最終直列深冷分離段階の前記気液分離器容器から取り出され；追加的なＨＰ液体ＣＯ_２流が、前記先行する直列深冷分離段階の各々から取り出される、請求項１〜１１のいずれか一項に記載のプロセス。
14. 前記合成ガス流が、前記圧縮システムで、１７５〜３６０ｂａｒｇ、好ましくは２５０〜３６０ｂａｒｇ、より好ましくは３００〜３６０ｂａｒｇ、特に３３０〜３６０ｂａｒｇの範囲の圧力に圧縮される、請求項１〜１３のいずれか一項に記載のプロセス。
15. 前記合成ガスが、直列に配置された複数の圧縮器を備える多段圧縮器システムで圧縮され、前記直列圧縮器の各々の後に熱交換器が備えられており、前記合成ガスが、空気、水、又はステップ（Ｃ）で形成された前記富Ｈ_２蒸気流若しくはステップ（Ｄ）からの前記最終富Ｈ_２蒸気流から選択される低温プロセス流からなる群から選択される外部冷却材により各熱交換器において冷却される、請求項１〜１４のいずれか一項に記載のプロセス。
16. 前記合成ガス供給流が、Ｈ_２Ｓを含む酸性合成ガス流であり、前記Ｈ_２Ｓの大部分が前記液体ＣＯ_２相に分配され、前記液体ＣＯ_２流（複数可）と共に隔離され、前記最終富Ｈ_２蒸気流中の残留Ｈ_２Ｓが、微粒子吸着物質を含む床又は前記富Ｈ_２蒸気流が液体吸収剤と接触するスクラバーに、前記最終富Ｈ_２蒸気流を通すことにより前記ＣＯ_２液化プラントの下流で除去される、請求項１〜１５のいずれか一項に記載のプロセス。
17. 前記液体ＣＯ_２生成物流が、前記液体ＣＯ_２を注入井に降下させて石油貯留層に注入し、それにより炭化水素を併設されている生産井の方向に押し出すことにより、前記石油貯留層の注入流体として使用される、請求項１〜１６のいずれか一項に記載のプロセス。
18. 合成ガス流から二酸化炭素及び水素を分離するための二酸化炭素液化プラントであって、
    （ａ）合成ガス供給流を準備するための手段、
    （ｂ）前記合成ガス供給流を１５０〜４００ｂａｒｇの範囲の圧力に圧縮するための圧縮システム、
    （ｃ）前記圧縮合成ガス流を複数の内部冷媒流で−１５〜−５５℃の範囲の温度に冷却し、それにより前記圧縮合成ガス流を部分的に液化するための熱交換器システム、
    （ｄ）前記部分的に液化した圧縮合成ガス流を、富水素蒸気流及び液体ＣＯ_２流に分離するための気液分離器容器であり、前記気液分離器容器前後の圧力損失が最低限である気液分離器容器、
    （ｅ）前記分離された富水素蒸気流を連続的により低い圧力へと膨張させるための直列に配置された複数のターボ膨張器を備え、前記ターボ膨張器システムが、発電所のガスタービンの燃焼器への最低燃料ガス供給圧の圧力で又はそれより高い圧力で、前記最終直列ターボ膨張器から富水素蒸気流を生成するのに適しており、前記直列ターボ膨張器の各々が、前記熱交換器システムの内部冷媒流として使用される富水素蒸気流を提供するのに適しているターボ膨張器システムを備えるプラント。

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